苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计

1、苯氯苯板式精懈塔的工艺设计苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计工艺计算书（精馏段部分）化学与环境工程学院化工与材料系2004 年 5 月 27 日苯- 氯苯板式精馏塔的工艺设计课程设计题目一苯 -氯苯板式精馏塔的工艺设计一、设计题目设计一座苯 -氯苯连续精馏塔，要求年产 纯度为99.8%的氯苯5O00Ot/a,塔顶馏出液中 含氯苯不高于 2% 。原料液中含氯苯为 35% （以上均为质量 % ）。二、操作条件1. 塔顶压强4kPa （表压）；2. 进料热状况,自选；3. 回流比,自选；4. 塔釜加热蒸汽压力 506kPa；5. 单板压降不大于 0.7kPa；6. 年工作日 330天,每天 24小时连续运

2、行。三、设计内容1. 设计方案的确定及工艺流程的说明；2. 塔的工艺计算；3. 塔和塔板主要工艺结构的设计计算；4. 塔内流体力学性能的设计计算；5. 塔板负荷性能图的绘制；6. 塔的工艺计算结果汇总一览表；7. 辅助设备的选型与计算；8. 生产工艺流程图及精馏塔工艺条件图的 绘制；9. 对本设计的评述或对有关问题的分析与 讨论。四、基础数据1.组分的饱和蒸汽压Pi ( mmHg)温度，(C)8090100110120130131.8苯7610213517622528429000500000Pi氯苯1482052934005437197602.组分的液相密度p (kg/m3)温度，(C)809

3、0100110120130p苯817805793782770757氯苯1039102810181008997985纯组分在任何温度下的密度可由下式计算苯pa =912-1.187t推荐： pa =912.13-1.1 8 8t 6氯苯Pb =1 1 2-71.1 1t1推荐 : p = 1 1 244- 1.0 6 5t7式中的t为温度,Co3.组分的表面张力.（mN/m）温度，（C）8085110115120131(T苯21.220.617.316.816.315.3氯 苯26.125.722.722.221.620.4双组分混合液体的表面张力 帀可按下式计算:% B-一 (x(TAXB*B

4、 X -x-为A、B组分的摩尔分率）4. 氯苯的汽化潜热常压沸点下的汽化潜热为35.3 X 103kJ/kmol。纯组分的汽化潜热与温度的关系可用下式表示:20.38riF、0.38tc -七2& 一ti（氯苯的临界温度:tc = 359.2 C )5. 其他物性数据可查化工原理附录附参考答案：苯-氯苯板式精馏塔的工艺计算书（精馏段部分）苯-氯苯板式精馏塔的工艺计算书（精馏段部分）2001级学生用化工原理课程设计示范一、设计方案的确定及工艺流程的说明原料液经卧式列管式预热器预热至泡点后 送入连续板式精馏塔（筛板塔），塔顶上升蒸 汽流采用强制循环式列管全凝器冷凝后一部 分作为回流液，其余

5、作为产品经冷却后送至苯 液贮罐；塔釜采用热虹吸立式再沸器提供汽相 流，塔釜产品经卧式列管式冷却器冷却后送入 氯苯贮罐。流程图略。二、全塔的物料衡算（一）料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率苯和氯苯的相对摩尔质量分别为 78.11和112.61kg/kmol。XfXd-0.72865/78.1165/78.1135/112.61-0.98698/78.1198/78.112/112.61= 0.002880.2/78.110.2/78.1199.8/112.61（二）平均摩尔质量M F =78.11 0.7281 -0.728 112.61 =87.49kg/kmolMd =78.11 0.9861

6、-0.986 112.61 = 78.59kg/kmolMW =78.11 0.002881 -0.00288112.61 =112.5kg/kmol（三）料液及塔顶底产品的摩尔流率依题给条件：一年以330天，一天以24小 时计，有： W' = 50000t/a =6313kg/h， 全塔物料衡算:F = D W0.35F 二 0.02D0.998WF =18709kg/hD =12396kg/hW6313kg/h三、塔板数的确定F =18709/87.49 =213.84kmol/hD =12396/78.59 =157.73kmol/hW =6313/112.5 =56.12kmo

7、l/h（一）理论塔板数Nt的求取苯-氯苯物系属于理想物系，可采用梯级图 解法（M T法）求取Nt，步骤如下：1. 根据苯-氯苯的相平衡数据，利用泡点方 程和露点方程求取x y依据 X 二 Pt - Pb / Pa - Pb , y = PAX/Pt，将所得计算 结果列表如下：温 度， CC）8090100110120130131.80Pi苯76102135176225284290M1苯0500000氯苯148205293400543719760两 相 摩 尔 分 率x10.6770.4420.2650.1270.0190y10.9130.7850.6140.3760.0710本题中，塔内压力接

8、近常压（实际上略高于 常压），而表中所给为常压下的相平衡数据， 因为操作压力偏离常压很小，所以其对xy平衡关系的影响完全可以忽略。2.确定操作的回流比R将1.表中数据作图得xy曲线及t-xy曲线。 在 x y 图上，因 q 二1，查得 y° =0.935，而 Xe=x（=0.728， X。=0.986。故有：Rm0 公986 0.935 -。ye - xe 0.935 - 0.728考虑到精馏段操作线离平衡线较近，故取实际操作的回流比为最小回流比的 2倍，即：R = 2Rm = 2 0.246 = 0.4923. 求理论塔板数精馏段操作线：y = $ x RD厂0.33x 0.66R

9、 +1 R +1提馏段操作线为过0.00288,0.00288和0.728,0.900两点的直线。苯-氯苯物系精馏分离理论塔板数的图解苯-氯苯物系的温度组成图图解得心=11 1=10.5块（不含釜）。其中，精馏 段N" =4块，提馏段心2 =65块，第5块为加料板 位置。（二）实际塔板数Np1.全塔效率ET选用Et忤公式计算。该式适用于 液相粘度为0.071.4mPas的烃类物系，式 中的晰为全塔平均温度下以进料组成表示的 平均粘度。塔的平均温度为 0.5（80+131.8）=106°C（取塔 顶底的算术平均值），在此平均温度下查化工 原理附录11得 :口a =°

10、24mRa s , g = 0.34mRa，s。心二口aXf g 1 - Xf =0.24 0.728 0.34 1 -0.728 =0.267Et 717-0.616log 怖=0.17-0.616log 0.267 =0.522. 实际塔板数Np （近似取两段效率相同） 精馏段：鸣=4/0.52 =7.7块，取Np1=8块提馏段：Np? =6.5/0.52 =12.5块，取 Np13块 总塔板数Np二Np1 Np： =21块。四、塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算（一）平均压强Pm取每层塔板压降为0.7kPa计算。塔顶 : Pd =101.3 4 =105.3kPa加料板：pF =

11、105.3 0.7 8 =110.9kPa平均压强 pm =105.3 110.9 /2 =108.1kPa（二）平均温度tm查温度组成图得：塔顶为80 C，加料板为88C。tm = 80 88 /2 =84 C（二）平均分子量塔顶：y1 =Xd =0.9 8 6 X1 =0.940 （查相平衡图）MmMVD,m = 0.986 x 78.11 + （1 0.986 112.61 = 78.59kg/kmolM ldq =0.940 汇78.11 +（1 0.940 ><112.61 =80.18kg/kmol加料板：yF =0.935 , Xf 7728 （查相平衡图）MVF,m

12、 = 0.935 x 78.11 + （1 0.935 H 112.61 = 80.35kg/kmolM LD,m =0.728 汇 78.11 +（1 0.728112.61 = 87.49kg/kmol精馏段： MV,m 二 78.59 80.35 = 79.47kg/kmolM L,m = （80.18 + 87.492 = 83.84kg/kmol（四）平均密度Pm1 .液相平均密度S塔顶：Pld,a =9佗 13-1.1886t =91213-1.1886 汉 80=817.0kg/m3Pd , b = 11244 T .0657t = 1124.4 -1.0657 汇 80 = 1

13、039.1 kg/m33,m =820.5kg/m1_ aAaB_ 0.980.02P_D,m PLD,APLD ,B 817-01039.12001级学生用化工原理课程设计示范3PF,m =873.7kg/m精馏段:2.汽相平均密度fV ,mfV,mPmMV,m108.1 79.47RTm- 8.314 273 84= 2.894kg/m3（五）液体的平均表面张力塔顶：od,a =21.08mN/m ；od,b = 26.02mN/m(80 °C)OD m !0a <boaXb+obXa 丿D21.08 26.02(21.08 汉 0.014 + 26.02汉 0.986 丿

14、 一 21.14mN/m进料板：Pf ,a = 912.13 -1.1886t = 912.13 -1.1886x 88 = 807.5kg/m3pF 月=11244 1.0657t =11244 1.0657 汉 88 = 1030.6kg/m31aAaB0.650.35=+ = += PF ,mPF ,ApLF ,B807.5 1030.6p,m =(820.5 +873.7 y 2 = 847.1 kg/m3进料板：of,a =20.20mN/m ; oF,B = 25.34mN/m( 88 C)°A 0b°F,m _< 0aXbObXa yF20.20 25.

15、34120.20 x 0.272 + 25.34疋 0.72821.38mN/m精馏段： 怖 m.21.14 21.38 /2 =21.26mN/mPL,m(六)液体的平均粘度塔顶：查化工原理附录11,在80C下有：= ( fiAxA L + ( gxB h = 0.315 x 0.986 +0.445 x 0.014 = °.317mPa s加料板：iF,m =0.28咒0.728 +0.41x0.272 =0.315mPa s精馏段：i,m =(0.317 +0.315丫2 =0.316mPa s、精馏段的汽液负荷计算汽相摩尔流率V =：R 1 D =1.492 157.73 =

16、235.33kmol/h汽相体积流量x/VMV,m235.33汉79.47 彳”匚 3,Vs:1.795m /s3600 pV,m3600x2.894汽相体积流量Vh = 1.795m 3/s= 6462m 3/h液相回流摩尔流率 L 二 RD 二 0.492 157.73 二 77.60kmol/h液相体积流量,LM L,m77.6V3.84 cccc 3,Ls一0.00213m /s3600 p,m3600汇847.1液相体积流量Lh =0.00213m3/ 7.680m 3/h冷 凝 器 的 热 负 荷Q 7 二 235.33 78.59 310 /3600 =1593kW六、塔和塔板主

17、要工艺结构尺寸的计算（一）塔径1.初选塔板间距Ht 500mm及板上液层高度hL = 60mm，则：Ht 一九=0.5 0.06 = 0.44m2.按Smith法求取允许的空塔气速Umax （即泛点气速UF ）£、 £ 0. 5= 0.02030.00213 丫847.1、I I1 1.795 八2.894丿查Smith通用关联图得C20 =0.0925负荷因子<20；= 0.0925存匚 0.0936< 20丿泛点气速:Umax 二 c厂 P_/ P 二 0.0936 , 847.1 - 2.894 / 2.894 二 1.599 m/S3. 操作气速取 U

18、=0.7Umax =1.12m/s4. 精馏段的塔径D = j4Vs / n = J4".795/3.14".12 = 1.429m圆整取D = 1600mm，此时的操作气速u = 0.893m/s（二）塔板工艺结构尺寸的设计与计算1. 溢流装置采用单溢流型的平顶弓形溢流堰、弓形降液 管、平形受液盘，且不设进口内堰。(1) 溢流堰长(出口堰长)lw取 lw =0.7D =0.7 1.6 =1.12m堰 上 溢 流 强 度 Lh/lw =7.680/1.12 =6.857m3/(m h )< 100 130m3/(m h )，满足筛板 塔的堰上溢流强度要求。(2) 出口

19、堰高hw-hL how对平直堰 how =0.00284E Lh/lw由 lw/D =0.7 及 Lh /冷5 "680/1.1225 =5.785，查化工原理 图 11-11 得 E =1.02，于是：how =0.00284x1.02（7.680/1.123 = 0.0104m > 0.006m （满 足要 求）hw = hL - how 二 0.06 - 0.0104 = 0.0496m（3）降液管的宽度Wd和降液管的面积Af由lw/D =0.7，查化原下P147图11-16得Wd /D =0.14, Af / At =0.09，即：Wd = 0.224m， At = 0

20、.785D2 = 2.01m2，Af = 0.181m2。液体在降液管内的停留时间t AH/Ls = 0.181 0.5/0.00213 = 42.46s 5s （满足要求）(4)降液管的底隙高度ho液体通过降液管底隙的流速一般为0.070.25m/s取液体通过降液管底隙的流速u。=0.08m/s，则有:hoLs1 wu o0.002131.12 0.08=0.0238mho不宜小于sin必R=2 0.476 * 0.742 -0.4762n0.74 sin1804 0.4760.7400.020.025m,本结果满足要求)2. 塔板布置(1)边缘区宽度Wc与安定区宽度Ws边缘区宽度Wc: 一

21、般为 5075mm，D >2m 时，Wc可达100mm。安定区宽度Ws :规定d m.5m时Ws=75mm ； d 1.5m 时Ws =100mm ；本设计取 Wc =60mm， Ws =100mm。(2)开孔区面积AaAa =2 x . R=1.304m式中： x 二 D/2-Wd Ws =0.8 - 0.224 0.100 = 0.476mR = D/2 -Wc = 0.8 -0.060 二 0.740m -x2 R2IL1803.开孔数n和开孔率©取筛孔的孔径do = 5mm，正三角形排列，筛板 采用碳钢，其厚度沢3mm ,且取t/do=3.0。故孔心 距 t =3 5

22、= 15mm。每层塔板 的 开1158S03Aa1158心0八152每层塔板的开孔率1.304 二 6711（孔）I 0.907© 2t/d0警二 0.10132（©应在515%，故满足要求）每层塔板的开孔面积Ao二©Aa =0.101 1.304 = 0.132m2气体通过筛孔的孔速 uo =Vs/A。=1.795/0.132 = 13.60m/s4.精馏段的塔高乙Z"i = N p1 -1 H t = 8 -10.5 二 3.5m七、塔板上的流体力学验算（一）气体通过筛板压降hp和呱的验算（Thp1.气体通过干板的压降hehe = 0.051fUo&

23、lt;CopPl= 0.054 沖、0.8 丿 847.1=0.0504 m式中孔流系数Co由 do / 3 二 5/3 = 1.67 查图11-10得出，Co =0.82.气体通过板上液层的压降hh| =卩 hw how = El = 0.6 0.06 = 0.036m式中充气系数卩的求取如下:气体通过有效流通截面积的气速Ua ,对单流型塔板有:VsAr Af动能因子 Fa 二Uap =0.981 2894 =1.669查化原图11-12得B= 0.60 （一般可近似取B = 0.5 0.6 ）。3.气体克服液体表面张力产生的压降hff土二 4 21.26 100.00205mpgdo 84

24、7.1 9.81 0.0054.气体通过筛板的压降（单板压降）hp和呱hp = hc hl h 0.05040.0360.00205 二 0.088m仏 二 pghp -847.1 9.81 0.088 =731Pa = 0.731kPa 0.7kPa （不满 足工艺要求，需重新调整参数）。现对塔板结构参数作重新调整如下：取Wc=5omm, Ws=75mm。开孔区面积Aa =2 X., R2 X2 R2sin 心_180R22 n2 A 0 501=2 0.501 . 0.750 -0.5010.750 sin -_1800.750=1.382m2式中： x= D/2Wd +Ws )=0.8(

25、0.224+ 0.075)= 0.501mR = D/2 讥=0.8 - 0.050 = 0.750m开孔数n和开孔率©取筛孔的孔径do = 5mm，正三角形排列，筛板 采用碳钢，其厚度8 = 3mm ,且取t/d°=3.0。故孔心 住巨 t =3 5 = 15mm。每层塔板 的开 孔数*1158"03'1158I0315每层塔板的开孔率1.382= 7113(孔),0.907吟 0.10132(©应在515%，故满足要求)每层塔板的开孔面积 Ao =典=0.101 汇 1.382 =0.140m2 气体通过筛孔的孔速 Uo =Vs/A。=1.7

26、95/0.140 = 12.86m/s 气体通过筛板压降hp和App的重新验算hc =0.051U。、2pPl= 0.05112.860.82.894847.1=0.045m气体通过筛板的压降（单板压降）hp和 Apphp = he hih。= 0.045 0.036 0.00205 = 0.083mg = pghp =847.1 9.81 0.083 =690Pa = 0.69kPa，： 0.7kPa （满足 工艺要求）（二）雾沫夹带量6的验算5.7x10 上-Ua13.25.7如0上'_0.981-3.2Ht -hf 一一 21.26汇 10 o.5 2.57.06 一=0.007

27、25kg液/kg 气:0.1kg 液/kg气（满足要求）式中：hf =2.5h，验算结果表明不会产生过 量的雾沫夹带。（三）漏液的验算漏液点的气速UomUom =4.4C。J（0.0056 +0.13九-h°）p / p= 4.4 08. 0.00560.13 0.06 -0.002 847.1/2.894=6.430m/s筛板的稳定性系数K二出=6486=20 45 （不会 u om 6.430产生过量液漏）（四）液泛的验算为防止降液管发生液泛，应使降液管中的清液层咼度H d乞Ht hwHd =hp hL hd= 0.153广 0.00213(<1.10.0238 丿二 0.

28、00098mHd =0.083 0.060.00097 = 0.144m Hthw 1=0.5 0.5 0.0496 = 0.275mHd Ht hw成立，故不会产生液泛。通过流体力学验算，可认为精馏段塔径及塔 板各工艺结构尺寸合适，若要做出最合理的设 计，还需重选Ht及hL，进行优化设计。八、塔板负荷性能图（一）雾沫夹带线（1）5.7 10“(T_3.2Ht - 2.5%(1)式中:VsAT _ Af=0.5467Vshf 二 2.5hL 二 2.5 hw - how3600Ls '2/3i< lwj= 2.5 0.0496 +0.00284E-= 2.5 0.0496 +0.

29、00284"'3600Ls、1.12= 0.1241.546L2/3S将已知数据代入式（1）5.7 10 启0.5467Vs2/3sVs =4.376 -17.99L?3（1-1）在操作范围内，任取几个Ls值，依式（1-1）算出对应的Vs值列于下表:Ls, m3/s0.0009550.0050.010.0150.0181Vs, m3/s4.2023.8503.5413.2823.136依据表中数据作出雾沫夹带线（1）（二）液泛线（2） Ht hw 二 h p hw h°w hd /、2/33600Lshow =0.00284E I IW /= 0.6185L?3=0

30、.00284 1 聲2/31% =0.051 鱼 = 0.051乜)lCo丿I p丿ICO Ao丿I p丿(Vs弓 = 0.051 sI<0.0.140 丿2= 0.0138942.894847.1hl 二 小 how =0.6 0.0496 0.6185L?3=0.02976+ 0.3711L?3h 0.00205hp =hc +hl= 0.01389V2 +0.3711L?3 +0.03182001级学生用化工原理课程设计示范(Ls f(Ls、22hd =0.153=0.153 s I =215.3L；Uwh。丿J.12x 0.0238 丿0.5(0.5+0.0496)=(0.013

31、89Vs2 +0.3711 L?3 +0.0318*0.0496 + 0.6185L2/3 +215.3L；VS2 =13.92 -71.25L?3 -15500L；（2-2）在操作范围内，任取几个Ls值，依式（2-2）算出对应的Vs值列于下表:Ls, m3/s0.0009550.0050.010.0150.0181Vs, m3/s3.6353.3843.0102.4701.982依据表中数据作出液泛线（2）（三）液相负荷上限线（3）!H T Af0.5 汉 0.181 门 a ex _3/-/ o O Ls,max0.0181m /S( 3-3 )T5/(四) 漏液线(气相负荷下限线)(4)

32、% f + how =0.0496 +0.6185 L2/3漏液点气速Uom = 4.4 疋 0.8J 0.0056 十 0.13(0.0496 十 0.6185L；/3 ) Vs,min 二 AoUom，整理彳得:Vs2min =5.716L?3 +0.711(4-4)在操作范围内，任取几个Ls值，依式（4-4） 算出对应的Vs值列于下表：Ls,m3/s0.0009550.0050.010.0150.0181Vs, m3/s0.8750.9370.9881.0291.051依据表中数据作出漏液线（4）（五）液相负荷下限线（5）取平堰堰上液层高度how二0.006 m，E 1.0how= 0.

33、00284E3600Ls,min 、1 w二 0.00284 1/,2/3'3600Ls :I 1.12 丿= 0.006Ls,min =9.55 10”m3/s（ 5-5）操作气液比Vs/Ls =1.7 9G.0 0 2 13 4.7操作弹性定义为操作线与界限曲线交点的 气相最大负荷Vs,max与气相允许最小负荷Vs,min之 比，即：操作弹性=仏=340 =425Vs,min0.80九、精馏塔的设计计算结果汇总一览表精馏塔的设计计算结果汇总一览表项目符号单位计算结果精馏段提馏段平均压强kPa108.1平均温度°C84平均流量气相m3/s1.795液相m3/s0.00213

34、实际塔板数块8板间距m0.5塔段的有效高度m3.5塔径m1.6空塔气速m/s0.893塔板液流型式单流型溢流 装 置溢流管型式弓形堰长m1.12堰高m0.050溢流堰宽度m0.224底隙高度m0.024板上清液层高度m0.060孔径mm5孔间距mm15孔数个7113开孔面积m20.140筛孔气速m/s12.86塔板压降kPa0.69液体在降液管中的停留时间s42.46降液管内清液层高度m0.144雾沫夹带kg液/kg气0.00725负荷上限雾沫夹带控制负荷下限漏液控制气相最大负荷m3/s3.40气相最小负荷m3/s0.80操作弹性4.25十、精馏塔的附属设备与接管尺寸的计算（一）料液预热器根据

35、原料液进出预热器的热状况和组成首 先计算预热器的热负荷 Q，然后估算预热器 的换热面积A，最后按换热器的设计计算程 序执行。（二）塔顶全凝器全凝器的热负荷前已算出，为1593kW。- 般采用循环水冷却，进出口水温可根据不同地 区的具体情况选定后再按换热器的设计程序 做设计计算。（三）塔釜再沸器因为饱和液体进料，故V=V-1-qF=V。即再 沸器的热负荷与塔顶全凝器相同。实际上由于 存在塔的热损失（一般情况下约为提供总热量 的510% ）。再沸器属于两侧都有相变的恒温 差换热设备，故再沸器的设计计算与蒸发器 同。（四）精馏塔的管口直径1. 塔顶蒸汽出口管径苯- 氯苯板式精馏塔的工艺设计依据流速选

36、取，但塔顶蒸汽出口流速与塔内操作压力有关，常压可取 1220m/s。2. 回流液管径回流量前已算出，回流液的流速范围为0.2O.5m/s;若用泵输送回流液，流速可取12.5 m/s。3. 加料管径料液由高位槽自流，流速可取 0.40.8 m/s;泵送时流速可取 1.52.5m/s。4. 料液排出管径塔釜液出塔的流速可取 0.51.0m/s。5. 饱和蒸汽管径蒸汽流速： <295kPa：2040 m/s; <785kPa：4060 m/s; >2950 kPa：80 m/s。塔的提馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算、提馏段的物性及状态参数一）平均压强 pm取每层塔板压降为0.

37、7kPa计算进料板：Pf =110.9kPa塔底：PW "05.3 0.7 21 =120kPa平均压强 Pm =：110.9 120 /2 =115.45kPa（二）平均温度tm查温度组成图得：加料板为88C，塔底为131.8°C。tm = 88 131.8 /2 =109.9 C（三）平均分子量Mm加料板：yF =0.935 ,Xf =0.728 （查相平衡图）MVF,m = 0.935 x 78.11 + （1 0.935 /112.61 = 80.35kg/kmolM LF,m =0.728 父 78.11 +（1 0.728112.61 =87.49kg/kmol

38、塔底：xw = 0.0 0 2 8 8 yw =0.0 1 2 （查相平衡图）皿叫=0.012 78.111 -0.012 112.61 =112.2kg/kmolM LW,m =0.00288 78.111 -0.00288112.61 = 112.5kg/kmol提馏段： MV,m 二 80.35 112.2 = 96.28kg/kmolM L,m = (87.49 +112.5 )/2 = 100kg/kmol(四) 平均密度Pm1 .液相平均密度P,m进料板：Plf,a =912.13-1.1886t = 91213-1.1886 88 = 807.5kg/m33 Pf ,b = 11

39、244 1.0657t = 11244 1.0657 汇 88 = 1030.6kg/maAaBP_F ,mPF ,APLF ,B0.650.35807.51030.6 -3PF,m =873.7kg/m1aAaB= r R_W,mPLW, ApW ,B755.5983.93Pw,m =993.2 kg/m塔底：3Pw,a =912.13-1.1886t =912.13-1.1886 131.8 =755.5kg/mPW,B -1124.4 -1.0657t -1124.4 -1.0657 131.8 = 983.9kg/m提馏段： P,m =(873.7+993.2y2=933.5kg/m3

40、2.汽相平均密度fV ,mfV,mpm M V ,mRTm115.45 96.288.314 273 109.9二 3.492kg/m3（五）液体的平均表面张力府进料板：ctf,a = 20.20mN/m ； of,b = 25.34mN/m( 88 C)OF,mOa PB20.20 25.34= 21.38mN/moaXbobXa120.20 汉 0.272 十 25.34汉 0.728 丿塔底 : 知小=15.3mN/m ; 皿启=20.4mN/m(131.8°C)W,m °A °B15.3 20.41%Xb + obXa 丿w115.3 7.997 +20.

41、4 7.003 .丿二 20.38mN/m精馏段:°mh21.3820.38 /2 =20.88mN/m（六）液体的平均粘度PL,m塔顶：查化工原理附录11有:加料板:PLFm =0.28汉 0.728 +0.41 汉 0.272 = 0.315mPa s塔底:见W,m =0.2 0.003 0.27 0.997 =0.27m P sb提馏段:=(0.315+0.27 )/2 =0.293mPa s、提馏段的汽液负荷计算汽相摩尔流率V=V-1-qF =V = R 1 D =1.492 157.73 = 235.33kmol/h汽相体积流量VsVMv-23533 9628 “802m3

42、/s3600 3.4923600 p,m汽相体积流量Vh=1.795m 3/s = 6488m 3/h液相回流摩尔流率L = L qF 二 RD qF液相体积流量LsLM L,m3600 p,m291.44 100 = 0.00867m3/s3600 933.5= 0.492 157.731 213.84 = 291.44kmol/h液相体积流量Lh =0.00867m3/s = 31.22m3/h再 沸 器 的 热 负 荷Q=Vr = 235.33 35.3 103 /3600 = 2308kW（忽略温度压力对汽化潜热的影响）三、塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算（一）塔径1.初选塔板间距Ht

43、= 500mm及板上液层高度 hL =60mm，则：Ht -hL =0.5 - 0.06 =0.44m2.按Smith法求取允许的空塔气速Umax （即泛 点气速uF ）型°.5 =0.0795“人 P 丿 '、1.802 人3.492 丿查Smith通用关联图得C20 =0.0925负荷因子 C=c20| 1 =0.0925 竺88 =0.0933120丿I 20丿泛点气速：Umax =C, p - P / p =0.0933、933.5-3.492 /3.492 =1.523m/S3. 操作气速取 U =0.7umax - 1 .066m/s4. 精馏段的塔径D = j4

44、Vs / nu = J4x 1.802/3.14".066 = 1.468m为加工方便，圆整取D = 1600mm ,即上下塔段 直径保持一致，此时提馏段的操作气速u =0.897m/s。（二）塔板工艺结构尺寸的设计与计算1. 溢流装置采用单溢流型的平顶弓形溢流堰、弓形降液 管、平形受液盘，且不设进口内堰。（1） 溢流堰长（出口堰长）lw取 lw =0.7D =0.7 1.6 =1.12m堰 上 溢 流 强 度 Lh/lw =31.22/1.12 =27.88m3/m h <100 130m3/ m h，满足筛板 塔的堰上溢流强度要求。（2）出口堰高hwhw二 hL -hoW对

45、平直堰 how = 0.00284E Lh/lw 2/3由 l”/D =0.7 及 Lh/lW" =31.22/1.122.5 =23.52，查化工原理 图 11-11 得 E=1.04，于是:how =0.00284 1.04 31.22/1.12 2/3 = 0.0272m0.006m （满足要求）hw = hL 'how = 0.06 0.0272 = 0.0328m（3）降液管的宽度Wd和降液管的面积Af由g/D =0.7 ，查化原下P147图11-16得 Wd/D =0.14, Af/州=0.09，即：2 2 2Wd = 0.224m，At = 0.785D2 =

46、2.01m ，Af = 0.181m。液体在降液管内的停留时间T Af Ht /L 0.181 0.5/0.00876 =10.33s 5s （满足要求）（4）降液管的底隙高度液体通过降液管底隙的流速一般为0.070.25m/s取液体通过降液管底隙的流速Uo =0.08m/s，则有:hoLsl wU o0.008761.12 0.08=0.0978m（ho不宜小于0.020.025m,本结果满足要求）2. 塔板布置（1）边缘区宽度Wc与安定区宽度 与精馏段同，即Wc =50mm, 开孔区面积与精馏段同，即3.开孔数n和开孔率4 亦与精馏段同，即n=7113孔WsWs =75 mm。2Aa =

47、1.382m每层塔板的开孔率A0.9072t/do罟7 =0.101 (°应在3515%，故满足要求）每层塔板的开孔面积A 二典=0.101 1.382 = 0.140m2气体通过筛孔的孔速uo = Vs / A。= 1.802 / 0.140 = 12.87m/s4.提馏段的塔咼Z2Z2 二 Np2 -1 Ht 二 13 -10.5 =6.0m四、塔板上的流体力学验算（一）气体通过筛板压降hp和呱的验算1.气体通过干板的压降z12.87 ! 3.492 门 I = 0.0494m < 0.8 丿 933.5hc =0.051Pv=0.051Plhc式中孔流系数Co由do/沦5

48、/3=1.67查图11-10得出，Co =0.82.气体通过板上液层的压降hhl = B hw how = 肌=0.6 0.06 = 0.036m式中充气系数卩的求取如下:气体通过有效流通截面积的气速Ua ,对单流型塔板有:Vs1.802二 0.985m/s动能因子Fa = ua p = 0.981、2.894 = 1.669查化原图11-12得B = 0.60 （一般可近似取B = 0.5 0.6 ) o3.气体克服液体表面张力产生的压降hff4t4 汉 20.88 汇 10hff4.气体通过筛板的压降（单板压降）hp和=0.00182mp gdo933.5 9.81 0.005hp 二 h

49、c h h。二 0.04940.0360.00182 = 0.087m= pghp =933.5 9.81 0.087 =797 Pa =0.797kPa 0.7kPa (可接受，本设计不再做重新设计计算）（二）雾沫夹带量ev的验算-Ua 1Ht -hf _-0.00725kg液/kg气:0.1kg液/kg气（满足要求）5.7"0”e :CTUa3.25.7 10“0.98121.26 10“0.5-2.5 0.063.2式中：hf =2硕，验算结果表明不会产生过 量的雾沫夹带。（二）漏液的验算漏液点的气速Uomuom 4.4C。J(0.0056 +0.13九h Jp / p-4.4 08. 0.00560.13 0.06 -0.002 847.1/2.894二 6.430m/s筛板的稳定性系数k二出=648k2.o j.5（不会 u om 6430产生过量液漏）（四）液泛的验算为防止降液管发生液泛，应使降液管中的清液层高度Hd池Ht hwHd =hp hL hdhd 二 0.153l who20.002132= 0.153 I = 0.00098m<1.10.023